Productie van isopropylalcohol door directe hydratatie van propyleen

(1)

•

adres:

• ~~i

'

iUDelft

_{F.V.O. Nr:} 2790

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Technologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

M.H. van de Pavoordt O.F. van Vlodrop

onderwerp:

Productie van ISOPROPYLALCOHOL door directe hydratatie van Propyleen

R. Holstlaan 551 2624 HP Delft Nwe Looiersstraat 34-C 1017 VC ~terdaro opdrachtdatum: 1-2-1989 verslagdatum: 17-4-1989

(2)

•

VOORMX>RD

Op deze plaats willen wij graag iedereen bedanken, die ons geholpen hebben dit fabrieksvoorontwerp tot stand te brengen.

In het bYzonder gaat onze dank uit naar Prof. Ir. Montfoort, Drs Meijer en

I

.

Dhr van den Ham voor hun hulp en adviezen. Ook Ir. Potters willen wij bedanken voor zijn nuttige adviezen bij het schaalvergroten van de reactorsectie. Tenslotte willen wij Prof. Dr. Ir. de Graauw bedanken voor zijn advies.'

•

(3)

•

- - - - -- - - -- -- - - -- - - -SAMENV AT'l'ING

Een 100.000 m ton per

IPA~99,9%) is ontworpen

jaar isopropylalcohol (IPA) fabriek (zuiverheid op basis van directe hydratatie van 92% propyleen door water met een sterk zure ionenwisselaar als katalysator. Hierbij is gebruik gemaakt van een nieuw react orenmode 1 , waardoor de selectiviteit voor IPA 99,4% en de conversie van propyleen 99,6% bedraagt.

De economische aspecten van deze fabriek zijn uitgerekend. De netto winst per jaar bedraagt f 13,61 miljoen met een Pay-Out-Time van 6,8 jaar en een Return-On-Investment van 14,7%. De totale kosten per jaar zijn vergeleken met een in 1972 gebouwde vergelijkbare fabriek (Trickle-proces), waaruit blijkt, dat ons ontwerp zeer waarschijnlijk goedkoper is.

(4)

•

'

.

•

INHOUDSOPGA VE 1 2 3 4 5 Inleiding

Uitgangspunten voor het ontwerp 2.1 Het ontwerp zelf

2.2 Externe gegevens 2.3 Inherente gegevens 2.3.1 Fysische constanten 2.3.2 Thermodynamische gegevens 2.3.3 2.3.4 2.3.5 Corrosie

Explosiegrenzen der componenten Giftigheid

Beschrijving van het proces 3.1 De reactorsectie 3.2 De scheidingssectie

5.1

Procescondities

Motivering van keuzes van de apparatuur en de berekening hiervan

Motivering reactorkeuze

5.1.1 Algemene keuze motivatie 5.1.2 Opschaling van de reactoren

5.1.2.1 Inleiding 5.1.2.2 Algemene schaalvergrotingstheorie 3 5 5 6 7 7 7 8 8 9 10 10 11 13 14 14 14 14 14 15 5.1.2.3 Het opschalen van de model reactorsectie 16 5.1.2.3.1 Het bepalen van het snelheidsbepalende 16

regime

5.1.2.3.2 Het schaalvergroten 5.1.3 Dimensionering van de reactoren

5.2 Motivering scheidingssectie 5.2.1 Algemene keuze motivatie 5.2.2 Belastingsgrenzen 5.3 Motivering warmtewisselaars 17 19 20 20 21 26

(5)

•

-2-5.4 Motivering pompen en compressor

6 Massa- en warmtebalans 7 8 9 10 11 6.1 6.2

Overall massa- en warmtebalans Componentenstaat

Overzicht specificatie van de apparatuur

8.1 8.2 8.3 8.4 8.5 8.6 8.7 Economische evaluatie Kostenmodel

Bepaling van de productiekosten Bepaling van de investeringskosten Bepaling van de loonkosten

Berekening van de totale kosten

Bepaling van de Pay-Out-Time, de Return-On-Investment en Present-Worth

Vergelijking met het Trickle-proces

Conclusies en aanbevelingen

Symbolenlijst

Literatuurlijst

Bijlagen A Chemiekaarten

B Wilson gas-vloeistof evenwichtsconstanten C Artikel van Prof. Montfoort

D Ternair vloeistof-vloeistof evenwicht voor het mengsel IPA-water-benzeen E Flowschema 29 31 31 36 39 59 59 61 61 61 62 62 63 65 66 69 73 76 77 78 79

(6)

•

-3-HOOFDSTUK 1 INLEIDING

Isopropylalcohol (ofwel isopropanol ofwel 2-propanol ofwel IPA) wordt sinds

1920 technisch bereid uit propyleen (ofwel propeen). Het reactiemechanisme

van de met anorganisch zuur gekatalyseerde hydratatie ziet er als volgt uit:

+

<

==='>

1.1

+

<

===

>

+ 1.2

In dit tweestaps-proces, ook wel indirecte hydratatie van propeen genoemd, is de selectiviteit voor IPA groter dan 90% en worden als nevenproducten voornamelijk diisopropylether en aceton gevormd.

De problemen bij dit proces zijn voornamelijk corrosieproblemen door het

sterk zure reactiemedium. Daarnaast moet het na de tweede stap verdunde

zwavelzuur weer concentreerd worden. De productstroom moet ook

geneutraliseerd worden en er zijn afvalstromen met anorganische componenten.

Toch wordt dit proces, zij het in steeds mindere mate, nog altijd

uitgevoerd.

In de jaren '70 kwam de directe hydratatie op komst:

+

<

===

>

1.3

Deze katalytische directe hydratatie kan op meerdere manieren worden uitgevoerd. Bijvoorbeeld:

- in de gasfase aan speciaal H

3P04/Si02 contacten bij 170-190 oe en 25-45

bar (VEBA).

- in de vloeistoffase bij 235-270 oe en 200-250 bar in aanwezigheid van

opgeloste wolfraam bevattende heteropoly~uren (TOKUYAMA).

- in de vloeistoffase met een propyleen gasfase bij 130-160 oe en 60-100

bar in aanwezigheid van sterk

zur

~

ionenwisselaarshars (Deutsche

TeKaco) •

t" -.k;

Kl

r

_w

"'<

Deze methoden van directe hydratatie bieden verschillende voordelen boven de

indirecte hydratatie. Het gebruikte zwavelzuur hoeft niet g~~concentreerd

(7)

•

-4-de afgassen lagere SO concentraties. Deze en andere voordelen leiden tot x

aanmerkelijk lagere energiekosten.

De wezenlijke oorzaken, die tot de ontwikkeling van de heterogene directe hydratatie met behulp van een sterk zure ionenwisselaar als katalysator hebben geleid, zijn:

- de mogelijkheid om bij een lage temperatuur en hoge druk te werken, hetgeen een gunstige evenwichtsligging tot gevolg heeft.

- sterk zure ionenwisselaars hebben een zeer hoge H+-ionen concentratie, zodat ze bij relatief lage temperatuur als mineraalzuur reageren. Ook zijn ze makkelijk van de vloeistoffase te scheiden.

Isopropylslcohol heeft vele toepassingsgebieden. Het is een goed oplosmiddel voor natuur- en synthetische harsen. Het wordt als grondstof gebruikt bij de productie van aceton, esters, aminen en ethers. In de levens-middelen industrie wordt isopropylalcohol gebruikt als dehydratatiemiddel voor suiker, zetmeel, gelatine en plantaardig- en dierlijk weefsel. Ook wordt isopropylalcohol voornamelijk in benzine als anti-vriesmiddel gebruikt. Vanwege zijn aangename geur wordt isopropylalcohol veelvuldig toegepast in de kosmetische industrie. Bijvoorbeeld in shampoos, lotions e.d.

(8)

•

..... .. _.', ~ ' . '.

- - - R(ACTOR SECTI:) I I -- - - ' - , - - - -OJSTlLlATrON SfCTlW re':" PRÇP'fLD/!I9:>"" ' .. ' . . . . Tel

F;

;~~ '~I , . - . ; : - y - - , " .' . H:~!aATllI\',:OIISOPROPYlETHER PRcc[~',~ I' ..... .. .. -",

•

ti. p sePARATe" 2;·1··_·-· .. ···· .--. ---.--. --.... --. .. _____ ,_ .. __ J

Fig. -General process arrangement tor DTA's CJtionic CJtJlyzed direct propylcno hydration process to isopropanol.

•

• L

- - - -- - - -- - - '

(9)

•

-5-HOOFDSTUK 2: UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP.

2.1. Het ontwerp zelf.

Uit de inleiding is gebleken belangrijke toepassingen heeft.

dat isopropylalcohol (IPA) verschillende In 1981 [1] werd er in de U.S.A. en West-• Europa 2.137 Mton IPA voor genoemde doeleinden geproduceerd. Toch overtreft

de vraag nog steeds het aanbod, blijkens de plannen van het Shell concern om in Singapore een 70.000 m.t. IPA/jaar-plant te gaan bouwen (bijlage C).

Welke methode het concern gaat gebruiken ter productie van IPA is ons niet • bekend. Uit het literatuuronderzoek is gebleken dat niet zo veel onderzocht is naar efficiënt werkende IPA fabrieken. Voor wat betreft de directe hydratatie van propyleen in een vloeistoffase met behulp van een sterk zure ionenwisselaar (T=150 P=lOO bar) vielen twee mogelijk toepasbare • processen op:

•

-Het "trickIe" proces beschreven door W. Neier et al. [28]: IPA productie met behulp van een tricklebed reactor. In dit proces wordt een mengsel van proceswater en gasvormig propyleen van de top naar de bodem van een multi gepakt katalysator bed reactor gevoerd (zie figuur 2.1). Beide fasen stromen in dezelfde richting. Een deel van het proceswater, dat aan het proces deelneemt, wordt echter niet met propyleen meegevoerd, maar wordt toegevoerd in elk van de 4 katalysatorbedden om de reactiewarmte (-12.3 kcal/mol IPA) af te voeren. In het proces wordt het vloeibare water-IPA mengsel en het residu gas vanuit de bodem van de reactor naar de hoge druk scheider (H.P.)

gevoerd. Hierin wordt het gescheiden in een vloeistoffase bevattende IPA en • bijprodukten, zoals DIPE en niet gereageerde gassen ~ het resterende propyleen en propaan. Dit gasmengsel wordt gekoeld , waarna het propyleen

•

wordt geherconcentreerd en vervolgens teruggevoerd naar de reactor. De vloeistoffase wordt doorgestuurd naar de scheidingssectie, waaruit het IPA met een zuiverheid van 99 % wordt verkregen.

o

De propyleen conversie per pass bedraagt 75 mol % met een molverhouding

~

y

"

oP

J}-:~

n

~

water

=

12,5-1

~

b~~~gt~de conversie 92 mol %.

1. Overall, d.w.z. met propyleen recycle, De productie bedraag;-lOQ.OOO ton IPA per jaar (fabrieksschaal). De voeding bevat 92 mol % IPA en hetlkatalysatortype is een sterk zure ionenwisselaar.

/ /t-/

J

()

~

/

l~....pn

;n~

/0-0'/0.

'

/P~

I'

/~7

Ad.Je.bf,-.

-4/"

7

4 ~-5!'7e..<.

.

(10)

•

-6--Het proces beschreven in octrooi DE 3628007 [19J (zie de reactorsectie van het flowschema).

De reactorsectie verschilt hier van dat van het vorige proces. In het "octrooiproces" staan vier gepakte katalysator bedden in serie. Het propyleen wordt naar de bodem van de eerste reactor gevoerd. Het proceswater wordt gevoerd naar de bodem van de laatste reactor. Beide stromen verlaten gescheiden de reactor in de top en begeven zich naar de bodem van respectievelijk de tweede reactor en de derde reactor. Uiteindelijk verschijnt er een productstroom uit de top van de eerste reactor en een afgasstroom uit de top van de vierde reactor. In de eerste kolom is de concentratie propyleen in de gasfase relatief hoog en ook de concentratie • IPA in de waterfase relatief hoog. In de vierde kolom is dit net omgekeerd.

•

Deze configuratie bevordert een hoge conversie. De conversie bedraagt volgens het octrooi 99.6 mol %. De voeding is dezelfde als bij het vorige proces, namelijk 92 mol %

serie die daardoor opyleen. De productie bedraagt 036.8 gI j per

i~ ~

IJ

t/

~!g><

/')

uur (pilot-plant schaal).

't;;"

~

tweede proces lijkt Het

hogere investeringskosten en operatiekosten met zich mee kunnen brengen, minder aantrekkeli jk dan het eerst beschreven proces. Het tweede proces

conversi

~~~~

en

opwerking

heeft echter een veel hogere van propyleen niet nodig is. De opwerking van propyleen is wel noodzakelijk in het eerste

proces. Welke van de beide processen het meest gunstige is, zal in dit FVO

r;

verslag aan het licht komen. Vanwege soms grove benaderingen van diverse

grootheden en parameters, zullen de resultaten ook "slechts" een grove indruk geven van de werkelijkheid.

Om beide processen met elkaar te kunnen vergelijken is het tweede proces opgeschaald totdat de reactorencascade een gelijke capaciteit had aan die van het eerste proces. Na opschaling werden de scheidingstrein, warmtewisselaars, pompen en compressoren ontworpen. Een economische kosten

-analyse heeft uitgemaakt of het tweede wordt.

2.2. Externe gegevens.

proces al dan niet gunstiger bevonden

---')

y.A-f

W. /,J

"t,')-,

(11)

•

• nIJl)

,

\

.

Om de tweede reactorsectie op te schalen tot de ca~citeit van het eerste proces, werden de proceswaterstroom, de propyleen gas\~se stroom, het totale reactorvolume de IPA productie-stroom van het tweede "octrooiproces"

vermenigvuldigd met een berekende schaalfactor. In paragraaf 5.1 zal worden ~~ aangetoond dat deze relatief eenvoudige wijze van opschalen terecht is. De ~1~~j~~

berekende schaalfactor

~

edraagt

"11163,3". Dit komt

neeEe~

c aciteit

u..;-7-

.

van 11,52 ton

pe

~.

Op jaarbasis bij een draaitijd an 361,5 gen

per

~~~~

jaar, komt dit

ove

~

met een productie van 100.000 ton per jaar. Het

~

propyleen/propaan mengsel komt in de gasfase het proces binnen, aangezien er

t:~~~~

;'

verondersteld wordt dat

de~

~rondstof

direcl-afkomstig zal zijn van een

~~

,

Er is gekozen voor een temperatuur van 2~ . Deze m~g -hoger zijn met een maximum van 40

°c

(zie hoofdstuk motivering van keuze van de apparatuur en berekening hiervan, paragraaf 5.4) .

In het ontwerp zijn de drukvallen over de reactoren, scheidingskolommen, warmtewisselaars, koelers, pompen en compressoren niet meegenomen. De

-drukvallen over de reactoren

'

I

kolommen, warmtewisselaars en koelers zijn echter wél bepaald. ;,Jf' n

rJft ft 11/ I)f'I

t

J/~~~TfI

.

LPytl/

. .

dFJ

~

2.3. Inherente

~

evens.

2.3.1. Fysische constanten

De meeste fysische constanten van de in dit proces voorkomende componenten zijn verkregen met behulp van het programma "Chemcad". Hierbij gaat het om fysische stofconstanten als dichtheid, specifieke warmte, warmtegeleidbaarheid, viscositeit, oppervlakte spanning van mengsels van componenten onder bepaalde druk en bij bepaalde temperatuur. :Jp bh ~6

worden de belangrijkste waarden vermeld die voor het ontwerp gebruikt zijn.

2.3.2. Thermodynamische gegevens

De thermodynamica speelt een rol bij de conversie van propyleen tot IPA. Aangezien

beroep te doen op kinetische gegevens

we een plant lineair opschalen hoeven we geen de zuivere the odynamica van het reaktieproces. Enige

_....

_.

zijn wel voor de opschaling van belang. Voor het scheidingsproce

/ Î

(12)

•

-8-Aangezien er sprake is van een niet-ideaal systeem zijn er activiteitscoefficiënten bepaald. Met deze coefficiënten. wordt de

interactie algemeen: dus ook de

tussen twee of meer moleculen beschreven. Er geldt in het

* *

aab= Ya/Yb

*

Pa/Pb' Het bepalen van de relatieve vluchtigheden en activiteitscoefficiënten is noodzakelijk voor het doorrekenen van de destillatiekolom. Voor het bepalen van de y's is er gekozen voor de Wilson vergelijkinge

combinaties vermeld

constanten staan voor alle gebruikte componenten bijlage

B.

Voor het bepalen van de vloeistof-vloeistof evenwichten is er gebruik gemaakt van drie oeksdiagrammen met NRTL curven.

2.3.3 Corrosie aspecten

De gebruikte média zijn niet corrosief.

2.3.4 Explosiegrenzen der componenten

IPA: IPA damp is explosief als mengsel met lucht. De explosiebovengrens bedraagt 7,99 vol. %; de explosie-ondergrens bedraagt 2,02 vol. %. De plaatsen in het proces waar IPA zich in dampvorm bevindt dienen lekdicht te zijn.

De zelfontbrandingstemperatuur van bedraagt 13 °C.

IPA bedraagt 460 het vlampunt

propyleen: ondergrens bedraagt vlampunt

Propyleengas is explosief als mengsel met lucht. De explosie in lucht van propyleen bedraagt 2.0 vol. % en de bovengrens 11.1 vol. %. De zelfontbrandingstemperatuur bedraagt 460 °C; het bedraagt -108 °C. Leidingen waar propyleen door stroomt dienen lekdicht te zijn.

benzeen: Benzeendamp is explosief als mengsel met lucht. De explosieondergrens in lucht bedraagt 1.2 vol. % en de explosie bovengrens is 8 vol. %. De zelfontbrandingstemperatuur van benzeen is 555 °C; het vlampunt bedraagt -11 °C.

(13)

•

2.3.5 Giftigheid IPA: MAC-waarde in ppm: propyleen:

MAC-waarde in ppm: niet vastgesteld.

benzeen:

MAC-waarde in ppm: 10 H.

Van de bovenstaande drie componenten is benzeen giftig. IPA en propyleen zijn dit in mindere mate. Voor verdere informatie zie bijlage A.

(14)

•

-10-HOOFDSTUK 3: BESCHRIJVING VAN HET PROCES

In figuur 2.1. staat het processchema voor de produktie van isopropylalcohol

(IPA) door directe hydratatie van propyleen.

3.1. reactorsectie.

De reactorsectie bestaat uit vier reactoren. Deze sectie werkt hetzelfde als • de pilot-plant [19], beschreven in paragraaf 2.1 .. De propyleengasfase en de waterfase zijn in elke reactor in gelijkstroom. Overall gezien zijn beide stromen echter in tegenstroom.

•

Het propyleen/propaan gasmengsel moet bij 100 bar en 150 de reactorcondities, onderin de reactor R5 toegevoerd worden. Gesteld is echter dat het 92 % ige propyleen mengsel de plant met een temperatuur van 20 oe en een druk van 5 bar binnenstroomt. Het mengsel dient dus gecomprimeerd te • worden. Voordat het mengsel de compressor e2 instroomt, wordt het eerst,

volgens het flowschema, opgewarmd tot 40oC. Het is echter gunstiger om het gas te verhitten ná compressie, omdat verhitting voor compressie uitzetting tot gevolg heeft, waardoor het volumedebiet en dus het asvermogen (zie

•

formule 5.16) van de compressor zal toenemen. Toch wordt het gas, blijkt uit het flowschema, bij 40 oe de compressor ingeleid, omdat dit de maximale temperatuur is die het uit de naftakraker afkomstige gas voor de compressor mag hebben. Bij deze inlaattemperatuur zal het gas na de \

compressie tot de gewenste temperatuur gestegen zijn.

De gasfasestroom verlaat de top van de reactor R5 en stroomt door naar R12, verlaat de top etc .. Uiteindelijk verlaat de gasstroom reactor R24 als afgas. De samenstelling van dit afgas blijkt uit de massabalans. Het afgas bevat 3,9 massa % propyleen. Het afgas kan afgefakkeld worden of voor anderedoeleinden gebruikt worden.

De conversie van het propyleen bedraagt 99,6 %, een van de uitgangspunten van het ontwerp.

Het proceswater stroomt reactor R24 binnen onder een druk van 100 bar en bij een temperatuur van 150 oe. Natuurlijk zal in werkelijkheid de werkelijke druk vanwege de drukval iets hoger te liggen. Het proceswater wordt voor een

(15)

•

-11-deel "vers" aangevoerd met een temperatuur van 20 oe en onder een druk van 7 bar. ; voor het grootste deel is het proceswater echter afkomstig van de scheidingstrein als recyclestroom. De druk van deze bodemstroom "12" is 1 bar, de temperatuur bedraagt 100 oe. Met pomp PIl wordt de druk tot 7 bar verhoogd. Vervolgens wordt de stroom samengevoegd met het verse demi-water, waarna de

verhitting

totale stroom tot 150 oe m.b . .

~ druk van 100 bar verhoogd wordt. Na ruk stoom wordt het water R24 ingevoerd

en stroomt uit de top van R5. Vanwege de exotherme reacties die er

n

plaatsvinden, dient er gekoeld te worden om de reactoren op temperatuur te,

(î

'(

houden. Waar de koelers precies geplaatst moeten worden en wat dell ' / I I

capaciteiten van deze koelers moeten worden is niet onderzocht of berekend, . '

~~(

aangezien de massa- en warmtestromen tussen de reactoren niet bekend zijn.

~~f

0

Daarom is er in het flowsheet een koeler tussen de reactoren getekend. ~

Wanneer het proceswater uit de top van R5 stroomt bevat het IPA en in

v/.

kvl-'

mindere mate di-i sopropyl ether en nog minder I-hexeen. Deoproductstroom

~ J{~e

wordt doorgestuurd naar een koeler , die het afkoelt tot 60 e. Vervolgens

stroomt de productstroom naar een smoorklep, opdat de druk tot 1 bar gereduceerd wordt. De productstroom begeeft zich vervolgens naar de scheidingssectie, waaruit het IPA gewonnen wordt.

NaOH toevoegen aan de productstroom is waarschijnlijk niet nodig aangezien de nieuwst ontwikkelde ionenwisselaars nauwelijks nog sulfonzure groepen afgeven. Voor de zekerheid is NaOH-dosering toch aanwezig. Er kunnen anders misschien corrosie problemen optreden.

3.2. De scheidingssectie

De scheidingstrein bestaat kolommen is als volgt:

KOLOM T4:

uit vier kolommen.

De eerste kolom scheidt het IPA, water enerzijds en

De functies van elk der

\

~

DIPE, I-he, een I

Y

'

anderzijds. Vrijwel alle DIPE en l-hexeen verdwijnt via de top van de kolom. De bodemstroom bevat 99,6 % van de ingevoerde hoeveelheid IPA. De stroom dient samen met de vloeistofstroom van de vloeistof-vloeistof scheider

(16)

•

-12-afgekoeld te worden tot een temperatuur van 75 Dit is ingangstemperatuur van de tweede kolom.

KOLOM TIO:

Kolom TIO scheidt het water enerzijds en het IPA anderzijds t6t de azeotropische samenstelling van deze twee componenten wordt bereikt. De azeotropische

87,8 12,2

samenstelling van deze twee componenten is: IPA: water

=

massa %

=

68,3: 31,7 mol %. De kolom brengt.. het IPA-water

<)

mengsel tot~cht b~ deze azeotropische samenstelling, namelijk IPA : water

= 65 :34 mol

~~.

&2,<-

<::>

~r

k-kI-

J,-

;SO/

~

• De bodemstroom die voor 99 % uit water bestaat, wordt naar de reactorsectie

~~

doorgestuurd (zie paragraaf 3.1.). De topstroom met een temperatuur van

74

41

oe wordt met behulp van een koeler tot 60 oe afgekoeld en vervolgens de

•

derde kolom ingevoerd.

KOLOM T17:

~_.

-Kolom T17 scheidt het

van

~

.

een.

opzichte van

azeQ~sche mengsel IPA-water verder door het (J .

Z1( iA J.b..,

toevoegen water ten

ingevoerd.

Benzee erhoogd namelijk de vluchtigheid van het ~

IPA, waardoor het water met benzeen de top wordt

.

'

R-L

Het water-IPA-benzeen namelijk 0,07 mol %,

mengsel dat een zeer kleine hoeveelheid IPA bevat,

o..LeO~

stroomt verder naar een vloeistof-vloeistof scheider,

ZIt,

Rl"'/

l~

In deze l-} scheider wordt de stroom opgesplitst in twee stromen. De ene

r

stroom bevat voornamelijk water en een kleine hoeveelheid IPA (0,07 mol %).

De tweede stroom bevat voornamelijk benzeen (99 mol ~~). Deze stroom wordt tesamen met de topstroom van T27 teruggevoerd naar kolom T17. Een koeler zorgt ervoor dat de ingangstemperatuur van 60 oe bereikt wordt.

KOLOM T27:

Ct2e

~

D~ '/~ I/I}

Z/3

BL

:::2/.s~2-7

00 I.·y

~:7 )Ot.~t-U

Kolom T27 scheidt de resterende benzeen van het IPA. Uit de bodem stroomt het

IPA

IPA met een zuiverheid van 99,9 mol %. Een koeler zorgt ervoor dat h

o

naar 30 e wordt afgekoeld. Het IPA wordt in vloeibare vorm opgeslagen, gescheiden van oxidatiemiddelen in verband met brandgevaar.

(17)

H 3C-Ç=CH2 + H+== (H3C-Ç-CH 3 )+ H H H H C-C-CH₃ _, ₃ 2 OH 3 I-;l

H H

H C=C-C-C- CH 3 2

H

eH 3 L/. I

Bild Reaktionsmechanismus der Direkthydratation

100 ge 80 sc JO 10 ---~H-CHrÇH -CHr ÇH -_{CH 2-'(H}_{- CH 2 -}

ÇH-CHt--o

0

503

"0

0 O

S0 3 H S03H

I

_S03H _S03H ---CH-CHrCH 'CH 2 -CH -CHrCH-CH2-CH-CH2 I I I t

O

~

I-S03H

0 ~

_,

0 ~

_I

O,'S03

~

H SO]H SO]H _{"-CH-CH 2-}-

-Bild Kationenaustauscherharz (stark sauer)

300 LOC

-===t=:::-===

~

"

~~"'~

_""

_,,~:~

~or :~ SO: P:'I;" " ~ ~ \ , 7"1:08-:·:;~JES.~~\ . _ 500 ... : -- - - I- - - t - -- _+_-- -I----1 ;; :~:~~cr--_+_--_t__--t_--i

--

,

- . _.--r'lo-~---1;_--+---t--_i

~

:~

r-'I,--"r-i"'-c---..,...,...,...,-..-+---! " : \ -->"J--".--->.,j--~ =-:::=-+--.4

""

r \ 103 bo~~~~, .4~r--~f~~~

""

ll~

I

~

::

·::~1;i~~~

!

~-LJ30.. ~,,:; 2(;0 è5C 3CO 0 c

Bild Temperaturabhängigkei' d~: :PA-Gleichgewichtes (Umwandlung

in IPA Mol._o~ vs. Temperatur)

•

(18)

•

-13-HOOFDSTUK 4 PROCESCONDITIES

•

_{Zoals eerder in het verslag ter sprake is gekomen, vindt de reactie plaats}

bij een temperatuur van 150

oe

e-h een druk van 100 bar. Het

reactiemechanisme ziet er waarschijnlijk uit zoals in figuur 4.1 [28]. Een

• chemische weergave van de gebruikte katalysator is gegeven in figuur 4.2

[28].

•

In het Trickle-proces wordt geen evenwicht bereikt, immers de conversie per

pas is "slechts" 72 mol'ó [28] , terwijl volgens figuur 4. het evenwicht bij

150

oe

en 100 bar ongeveer bij 95 mol% ligt. Bij ons proces ~al het

evenwicht dichter benaderd worden. Waarschijnlijk speelt de

(reactiesnelheidsconstanten) een belangrijke rol. Een verlaging

temperatuur zal weliswaar de evenwichtsligging gunstig

reactiesnelheidsconstante zal echter wel afnemen, waardoor de be

reactietijd om tot evenwicht te komen, groter wordt, waardoor de co

lager dreigt te worden.

de de

• Een hogere druk bevordert ook de evenwichtsligging, materiaaltechn seh is

een hogere druk echter niet wenselijk.

•

1lC

•

c~ ,-~ ë5 ~o ::z: " -<( 0.. _h_,_"": ~ ~~ <.:) i.C Z :J

•

-' 0 Je z _2e <{

:::

::z: -. :J L--_ _

""'=====-___

_

L-t?>.Rr ~~ .. ;~ " J i~2 2~":; b cr

•

Bild -. D.uckabhängigkeil des IP:.-:;Ic'ichgel'lichtes

(19)

•

-14-HOOFDSTUK 5 MOTIVERING VAN HET REACTORONTWERP

•

5.1 Motivering reactoren

• 5.1.1 Algemene keuze motivatie

Er zijn twee belagrijke redenen te noemen, waarom wij de reactoren cascade

4t hebben verkozen boven bijvoorbeeld het Trickle-proces:

4t 4t

•

1. De conversie is byzonder hoog met een hoge selectiviteit, waardoor er geen opwerking van het restgas meer nodig is.

2. Dit zeer recente ontwerp sprak ons aan. Daarnaast vinden wij het leuker om nieuwe mogelijkheden te onderzoeken, dan om bestaande na te rekenen (wij vonden het dus ook zeer jammer, dat het

membraan-scheidings-octrooi, zie 5.2.1, niet vertaald was).

5.1.2 Opschaling van de reactoren

5.1.2.1 Inleiding

We nemen de reactor zoals beschreven in octrooi PS 3628007 [19] als uitgangspunt. In een vorig hoofdstuk is ter sprake gekomen, dat we deze reactorsectie als een "black-box" beschouwen. Aan de hand van de in het octrooi gespecificeerde in- en uitgaande stromen ontwerpen we een isopropylalcohol fabriek met een capaciteit van 100.000 ton per jaar. Hiertoe dient onder andere de beschreven reactorsectie opgeschaald te worden tot voldoende productie. Hierop zal eerst worden ingegaan en vervolgens op de dimensionering.

(20)

•

-15-5.1.2.2 Algemene Schaalvergrotingstheorie

• Als men na het opschalen van de model reactorsectie dezelfde resultaten, dat wil zeggen dezelfde conversies van reactanten en selectiviteit voor producten wilt behouden, dienen model en fabriek chemisch gelijkvormig te zijn. Dit houdt in dat de dimensieloze concentratieprofielen in de reactoren

4t

van model en fabriek congruent moeten zijn. Dit is alleen mogelijk als beide systemen tevens geometrisch, hydrodynamisch (congruent snelheidsprofiel) en thermisch (congruent temperatuursprofiel) gelijkvormig zijn. Dit alles zou als volgt bereikt kunnen worden : we stellen voor het systeem differentiaal

•

vergelijkingen op, die voor het concentratie-, temperatuurs- en snelheidsprofiel relevant zijn. Deze differentiaal vergelijkingen worden vervolgens dimensieloos gemaakt. De verkregen vergelijkingen bestaan nu uit differentialen (bijvoorbeeld d(C/CO» en dimensieloze grootheden. Enige voorbeelden van deze dimensieloze kengrootheden zijn Re en Fr (indien voor model en fabriek gelijk, dan congruente snelheidsprofielen), Nu en Gr (indien voor model en fabriek gelijk, dan congruente temperatuursprofielen). Wil men congruente concentratieprofielen voor model en fabriek dan moeten Fr, Re, Nu, Gr en ook kengrootheden als Sh, Bi en Dal gelijk zijn. Bovendien zullen de randvoorwaarden van model en fabriek gelijk moeten zijn. Dit wordt bereikt door geometrische gelijkvormigheid. Als de differentiaalvergelijkingen en de randvoorwaarden van model en fabriek gelijk zijn, zal het oplossen van de differentiaalvergelijkingen dezelfde concentratieprofielen geven.

Het is onmogelijk om al de genoemde ken grootheden van model en fabriek constant te houden. Het is echter gebleken, dat betrouwbare opschaling mogelijk is als èèn bepaalde dimensieloze kengrootheid constant gehouden wordt. Er wordt in dat geval gestreefd naar partiële gelijkvormigheid. Het is van belwlg om zorgvuldig na te gaan welke dimensieloze kengrootheid een rol speelt en welke geen. Als de snelheidsbepalende kengrootheid (-heden) gevonden zijn en voor model en fabriek evengroot zijn, mag een congruent concentratieprofiel worden aangenomen. Er dient echter wel aan twee voorwaarden te worden voldaan:

zowel op kleine schaal als op grote schaal moet hetzelfde regime beperkend zijn.

slechts een enkel regime mag beperkend zijn. Het is in de practijk meestal onmogelijk meerdere kengrootheden constant te houden.

(21)

•

-16-5.1.2.3 Het opschalen van de model reactorsectie

• 5.1.2.3.1 Het bepalen van het snelheidsbepalende regime

Om een goede voorstelling van zaken te krijgen worden de kengrootheden • uitgedrukt in quotiënten van karakteristieke tijden. Deze karakteristieke tijden worden vergeleken met de geobserveerde reactietijd. De karakteristieke tijd, die niet ver (minder dan tien keer de reactietijd) van deze reactietijd afligt en bovendien groter is, is snelheidsbepalend. Anders • is de chemie snelheidsbepalend. Het kental, dat deze snelheidsbepalende tijd

bevat, is dan de beperkende en dus bepalende kengrootheid.

•

Het bepalen van de snelheidsbepalende kengrootheid valt in twee stukken uiteen:

1. kwalitatieve bepaling van de dimensieloze grootheden, die een rol kunnen spelen.

2. kwantitatieve selectie uit deze grootheden ter bepaling van de beperkende.

In ons systeem is er sprake van drie fasen: - de propyleengasfase

- de waterfase

- de katalysatorfase

De stappen, die in het proces beperkend zouden kunnen zijn, zijn: - de propyleentoevoer

de massaoverdracht van het gas naar de vloeistof en diffusie door de vloeistoffase (Sh)

de propyleenmassaoverdracht van vloeistoffase naar katalysatorfase en/of de chemische reactie (Dal)

de propyleenmassaoverdracht van katalysatorfase naar de poriën van de katalysator en/of de diffusie door het katalysatordeeltje (Bi)

- de warmteoverdracht (Nu, Gr) - de menging (Fr, Re)

- de dispersie menging (Pe)

Aangezien er sprake is van een overmaat water in de reactor, verwaarlozen we de warmte-effecten. Omdat de reactor een gepakt bed is , kunnen bovendien

\

0

(22)

•

-17-rotatiebewegingen en slechte menging geen belangrijke rol spelen. Nu, Gr, Fr en Pe zijn dus niet beperkend. Bi zal ook geen rol spelen, aangezien de katalysator geen poriën heeft.

Sh en Dal zijn de twee dimensieloze kengrootheden, die overblijven.

Kwantitatief zal bepaald worden welke beperkend is.

• Sherwood:

•

tdiffusie t overdracht

De k_l

*

a waarden worden gevonden uit:

I} _m

*

a 11K

*

= K

*

(c - cl ) ==> K met kg groot en k

l klein wordt K

=

kl en daarmee:

5.1

5.2

5.3

*

I} _m

*

a

=

k l

*

a

*

( c - cl ) 5.4 In biotechnologisch onderzoek wordt de kla-waarden voor zuurstof vaak

bepaald, echter alleen bij lage temperaturen ( lager dan 60

oe ).

Net als t _{over rac}d ht wordt ook td'ff ' ₁ _USleuit de literatuur berekend.

DahmköhlerI is gedefinieerd voor eerste orde reacties als:

Dal

v

I} v

= ---

₁

=

kO

_~:y~!:Q!!.iL_

tchemisch 5.5

De verblijf tijd wordt bepaald uit het volume katalysatormateriaal en de

volumestroom propyleen. De verblijf tijd slaat echter op de verblijf tijd in

de bulkfase: de waterfase. Aangezien bij berekening van Dal de aanname wordt

(23)

•

-18-.. beperkende stap is, mag de verblijf tijd berekend worden uit het propyleen

gas debiet. • Resultaten

•

Sherwood:

Voor de model reactorsectie zijn de volgende gegevens gevonden [31]:

kla

=

0,04 per sec

==

>

l/kla

=

25 sec

Ook kunnen k

l en a apart berekend worden

typische beldiameter

=

6 mm ==> a

=

6 / 0,006

=

1000 per meter

k_l

=

0.00005 mis [33]

==

>

lik a ₁

=

200 sec

Bij deze laatste berekening is de k

l gevonden voor een "bubble kolom". Met experimenten zou moeten worden nagegaan of ons gepakt bed zich ook zo gedraagt.

-9 2

• Dl

=

l,S

*

10 m /s

6 / (D l

*

a2

)

=

6 / (1,5 10-9

*

10002)

=

4000 sec

De gebruikte diffusiecoëfficiënt geldt voor diffusie van propyleen in een

• stilstaande waterfase. Dit is in de reactor zeker niet het geval, waardoor

de diffusietijd waarschijnlijk veel kleiner zal zijn.

• Dahmköhl er I

•

~ propyleengas

=

17,46 mo1/h

=

0,00485 mol/sec

m 3

p propyleen

=

119,48 kg/m en M propeen

=

0,0042 kg/mol

-6 3

hieruit volgt, dat ~ propeen

=

1,70

*

10 m /sec

m -3 6 t _verbl_lJ""f = 6,91

*

10 / 1,70

*

10- = 4053 sec t h . h150

oe

= C emlSC 1 / k

o

-5

=

1 / 3,90

*

10

=

25600 sec [27]

(24)

• -19-•

Conclusies

De chemische reactietijd blijkt veruit de grootste karakteristieke tijd te • zijn. Dit betekent, dat Dal de beperkende kengrootheid is.

• 5.1.2.3.2 Het schaalvergroten

Wanneer er verantwoord opgeschaald moet worden, dient de snelheidsbepalende • kengrootheid constant te blijven. Aangezien de chemische reactietijd voor model en fabriek altijd dezelfde is, gaat het er alleen om de verblijf tijd van het propyleengas constant te houden. Hieraan wordt voldaan als zowel het propyleengasdebiet en het reactorvolume met dezelfde factor vergroot worden.

•

Ook het waterdebiet wordt met deze factor vergroot om de hoeveelheid opgelost gas constant te houden.

Na het opschalen dient wel gecheckt te worden of Dal nog steeds de beperkende grootheid is. Een methode is om eerst op te schalen naar een grote pilot-plant, alvorens een fabriek te bouwen.

5.1.4 Dimensionering van de reactoren

De reactoren moeten gepakte bed-reactoren zijn. De vloeistofstroom mag de katalysatordeeltjes niet fluidiseren. Om te bepalen met welke snelheid de vloeistof door de kolom mag stromen wordt eerst met de Kozeny-Carman [15] vergelijking de minimale fluïdisatiesnelheid bepaald:

met

E

=

porositeit

=

0,65

x

=

diameter deeltjes

=

0,65 mm

Ps

=

dichtheid van de katalysator

=

1187 kg PI

=

dichtheid van water

=

1000 kg m-3

-3

m

(25)

•

-20-n

=

viscositeit van water

=

0.001 N m s

Hiermee wordt U

_o

=

0,00333 m s-l Neem een veiligheidsmarge van 10% en de

-1

watersnelheid mag dan niet hoger zijn dan 0,003 m s

Het reactorvolume nodig voor een productie van 100.000 ton IPA per jaar is 77,160 m3. Dat is 19,29 m3 per reactor. De waterstroom is 0,031 m3 s-l. Het reactoroppervlak wordt dus:

A

=

0,031 / 0,003

=

10,33 m2

daarmee wordt de reactorhoogte:

h = 19,29 / 10,33 = 1,87 m

Deze zal echter groter worden door in- en uitlaatstukken, gas-verdeelplaten en gas-vloeistof scheiding bovenin de kolom. Wij schatten de totale hoogte op 4 meter.

De diameter van de reactoren zal 3,63 meter zijn.

5.2 Motivering van keuze scheidingssectie

5.2.1 Algemene keuze

Om zuiver IPA uit onze productstroom te verkrijgen, moet er gezuiverd worden. Een aantal fundamenteel verschillende mogelijkheden waren voorhanden:

1: conventionele scheiding via destillatie.

2: "near" critische extractie bij 40 bar en 400 K.

(26)

•

À

. t

s. max •

mis

J

'--

T

I

T T T T T TTTT I _ _

~

I I

Rr--

I

~

_", H •.

=,nmn

..

1---1-'-

I"r--,.

IHs.

m

b =0.25

m_.

-0.12

.

--=:::::::::

....

r--...

-

m"

--r--t-++--I---

t--

t-..

~

...

...r-..

~

... 1--

... -

~

...

r-....

I-- '...

~

_

...

r---r--

r--r--.

~

.

6-

'

_

'-...

,....

r-

-...

"!'-...

r--..t--.

r--.~

.

5...

I'-.... 0.10 0.08 0.06 0.04 -

_{1--_}

...

_{_....}

,~~

_{I "} I ' ....

_

~

_....

...

1-...

1-- ...

0.4 -.;;:::-

-..."~

I '

...

~

>-30.,,-._~

,....,.... " " -"" I-..

'~

_ 1--1--f-.. 0.3 t--... I

-...~

' -

t'--...

'

~r-... ~l.;

v

-... r-.... " I ...

I~

. I " • _ I --. I--.

t:::

I>< )::-

'<... "

r--..

r< ...

20 ." -0.02

o

0.01

• ....

~_r-<.

...

t-...

~

.

~_

__

1--...,.... ,

~

_ __>-._

_I- I- _ _ " '---

1-...

1--....

t-- ....

J

I

'I--

~

...

1O·1.

I j j _{JJJJ JJ} _I

r-

_r--.

-lJ I 1 ----" 0.05 0.1 0.5 1.0 ~f{J

Fig.5.1 - Capaciteitscurven voor zeefschotels b

=

0.25 m/m2

•

• _•

•

./. oppervlak voor bovenkant van de valpijpen

(27)

•

-21-De membraamscheiding viel helaas direct af doordat het veelbelovende octrooi uit 1988 in het Japans was en niet vertaald is. De "near" critische extractie [29] was ook interessant, omdat dan goed gebruik zou kunnen worden • gemaakt van de druk van de productstroom. Volgens het artikel wordt de methode pas interessant bij een gewichtsprocent lPA van meer dan 15.

•

Eventueel worden.

zou echter ook een voorconcentratie in overweging genomen kunnen ~

__ tI

)-t1Jt<.

~<

I

~/I

u:-

/

We hebben ui teindelijk toch gekozen voor een conventionele destillatieve

A

~

.

scheidingstrein. De binaire azeotroop moet doorbroken worden met een

entrainer. Daarvoor komen alleen benzeen len cyclohexaan in aanmerking. In de literatuur wordt echter in1ret--a gemeen geen voorkeur uitgesproken. Aangezien benzeen goedkoper is, hebben wij deze stof als entrainer gekozen. De volgorde van de kolommen is zeer voorspelbaar: eerst worden de niet gewenste bijproducten verwijderd, vervolgens wordt de water-lPA azeotroop doorbroken en tenslotte wordt het benzeen uit de lPA stroom afgedestilleerd. Soms wordt het lPA nog door een actief-kool adsorptiebed geleid om laatste verontreinigingen te adsorberen. Zo'n kolom kan altijd nageschakeld worden.

5.2.2 Belastingsgrenzen

De scheidingstrein bestaat uit vier kolommen. Elke kolom dient z6 gedimensioneerd te worden, opdat de belastingsgrenzen niét overschreden worden. Natuurlijk dienen de kolommem en onderdelen van de kolommen gangbare afmetingen te hebben. De belastingsgrenzen en het gasdebiet leiden tot een bepaalde diameter: met de gegevens uit "Chemcad" is het gasdebiet door de kolom bekend (m3/sec). Er zijn twee belastingsgrenzen die de maximale gassnelheid aangeven:

-de flooding door meesleuring (entrainment) belastingsgrens

5.7

We

kr is gelijk aan 15 [14].

-de flooding door bed-expansie belastingsgrens. De gebruikte correlatie hiervan is weergegeven in figuur 5.1 ..

(28)

---•

•

I I

I

•

'

.

-22-Uit de berekeningen is gebleken dat de eerste belastingsgrens de gassnelheid beperkt. Uit de gassnelheid U

~

(À

=

U

*[P~/PI]O.5)

en gasdebiet

g,max max g,max ó

volgt de diameter -~n het oppervlak van de kolom. Verder dient er rekening gehouden te worden met flooding ten gevolge van van de valpijpen:

5.8.

Tenslotte dient de benedengrens van het operatiegebied getoetst te worden: de doorregengrens:

2

1/2 P(j' U

ó g,p

>

5.9.

n

In alle gevallen zal de heldere vloeistofhoogte op de schotels van de kolommen ca. 40 cm moeten worden. Een hogere heldere vloeistofhoogte resulteert in

Een lagere vloeistof in

et overschrijden van de doorregengrens (zie formule 8.9 ..

,

heldere vloeistofhoogte het

twee

~

asen

mengsel

resulteert in een lagere fractie El. Het gevolg hierv~kan een

7>"l

A

r

(fA

~:_rschrijding ~an g~ doorregengrens betekenen (lr/./!A;rv''''

O

.

Een relatief hoge schotelafstand v n 0,7 m in alle vier de kolommen zorgt ervoor dat ruim aan

Over alle kolommen is een drukval bepaald. Voor alle kolommen zijn bovendien de belastingsgrenzen getoetst. KOLOM T4 Omdat het verschillen gasdebiet zullen de

in de stripsectie en rectificatie-sectie nogal dimensies van beide delen verschillend zijn. Voor beide delen dienen dus ook de belastingsgrenzen apart getoetst te

rectificatie-sectie:

flooding door bedexpansie:

worden. [)

I)~~

~ ~

I

\

/

~ \ ~ ~ ~ À

=

0,120 mis. À

=

0,113 mis. max s,max

(29)

•

-23-hl

=

40 mmo 'i'

=

0.034.

flooding door meesleuring:

À

=

0.088 mis.

max

u

_g,max

=

1.76 mis.

de doorregengrens:

de drukval over de schotels:

~/schotel

=

0,015 bar. ~/ 10 schotels

=

0,16 bar. flooding tg.v. overstromen van de valpijpen:.

óH _vp

=

0.252 m. ,

stripsectie:

0.5 CH _s + H ) _w

=

0.375 m. À

=

0,121 mis. max À

=

0,113 mis. s,max hl

=

40 IIDD. 'i'

=

0.034.

À _max

=

0.082 mis.

(30)

•

-24-de doorregengrens:

óP/schotel

=

0,015 bar. ~I 13 schotels

=

Cili _vp

=

0.218m. , 0.5 (H + H )

=

0.375 m.

s w

óPtotaal

=

rectificatie + strip

=

0,16 + 0,2

=

0,36 bar.

KOLOM TIO:

À _max

=

0,121 mis. À

=

0,113 mis. s,max

hl

=

40 mmo

'P

=

0.034.

À

=

0.091 mis. max

u _g,max

=

2,12 mis. de doorregengrens:

(31)

•

-25-~/schotel

=

ruI

=

0.336 m.

vp

KOLOM T17:

0.5 (H + H )

=

0.375 m. s w À

=

0,121

mis.

max À

=

0,113

mis.

s,max hl

=

40 mmo 'P

=

0.034.

À

=

0.064

mis.

max u _g,max

=

1.23

mis.

de doorregengrens: 2 1/2 Pg Ug,p

=

573.

~/schotel

=

ruI _vp

=

0.240 m.

KOLOl\1 T27:

0.5 CH + H )

=

0.375 m.

(32)

•

-26-flooding door bedexpansie:

À

=

0,121 mis.

max À s,max

=

0,113 mis.

hl

=

40 mm.

'f'

=

0.034.

À

=

0.064 mis.

max

u

=

1,08 mis.

g,max

de doorregengrens:

óP/schotel

=

0,015 bar. óP/ 7 schotels

=

llH

=

0.249 m.

vp 0.5 (H s + H ) w

=

0.375 m.

Het rendement van de schotels is niet bepaald. De lengte van de kolommen zijn dus gebaseerd op de theoretische schotels. De werkelijke hoogte van de kolommen zal ca. 1,25 maal hoger zijn.

De kolommen dienen lekdicht te zijn. Het ontsnappen van IPA- en

benzeendampen leiden namelijk tot explosiegevaar.

(33)

•

• -27-t}

In het flowschema ~ reboilers en vier condensors vinden ...

vinden we twee warmtewisselaars, zes koelers, vier

condensors. In de warmtewisselaars en koelers en

geen fasenovergangen plaats. In de reboiler wordt

middendrukstoom (la bar) gecondenseerd. Hierbij wordt dus gebruik gemaakt

van de condensatie-warmte van stoom.

I

/)Irz.,.,.,

~fiti.)u

De volgende drie apparaten zijn uitgebreid ontworpen: ~3, H26 en H2! .

~kpk

t~·

Voor de bepaling van het vermogen, het koelwaterlstoomdebiet en het

verwarmend oppervlak (V.O.) worden de volgende relaties gebruikt:

• • Q

=

m c D.T w w p,W R

=

T , Wl P

=

T k u - Tk1 ,

IT

Wl

.

-

Tk U

R en P ter bepaling van F(P,R).

di: In

=

( D.T - D.T , ) I In (D.T I D.T , ) max mln max mln 5.10 5.11 5.12 5.13. 5.14

Voor het ontwerp van de warmtewisselaar en koelers dienen een aantal voorwaarden in acht te worden genomen:

F ~ 0,75

_{i l l}

0,1

<

CJP,

_<

_0,8 bo../" _.(1) 1 0,1

<

CJP

<

0,8 bet/"

i l l

u 110, ~ 10

_{i l l}

1 l,S

<

_{Ck 1 t}_{oe wa er}

<

2,5 mis

i l l

(34)

•

'

l

.

-28-gangbare maten van onderdelen van w.w. of koeler

12)

k = (d /d.a. _u _u + d *ln (d /d.)/ 2À

1 1 U U 1 + I/a u + l/H. 1 + l/H u )-18 .15

2À = 2,60 W/mK en l/H. + l/H

=

8,818 10-5 W/m2K.

1 u

In het begin van het ontwerp dient er een grove schatting gemaakt te worden van k _u . De volgende relatie blijkt een redelijke schatting te zijn.

Na een schatting gemaakt te hebben, wordt het verwarmend oppervlak geschat, a. en a bepaald en de globale waarde van k berekend. Vervolgens worden de

1 u u

nieuwe gecorrigeerde dimensies van de warmtewisselaar of koeler bepaald, zoals o.a. de lengte van de buizen, de drukval door "shell" en "tube" en het V.O., (zie specificatiebladen)

koeler H3:

De productiestroom wordt afgekoeld met koelwater. Het koelwater dient door de pijpen te stromen. Als namelijk de productstroom door de pijpen stroomt kan er niet tegelijkertijd aan alle voorwaarden voldaan worden. Het koelwater heeft een ingangstemperatuur van 200e en een uitgangstemperatuur van 40 oe. De dimensies van de koeler zijn zo gekozen, zodat er aan alle voorwaarden op de vorige bladzijde voldaan wordt.

warmtewisselaar H26:

Door de buizen stroomt het proceswater en door de shell het stoom. Om het verwarmend oppervlak zoveel mogelijk te beperken, is er gekozen voor hoge druk stoom (P=40 bar). De hoge drw{ stoom ondergaat geen fase-over an , maar zal na warmte-afgifte in temperatuur gedaald zijn van 410 oe naar 250 oe. OoJ{ bij deze w. w. wordt aan alle voorwaarden op de vorige

Net als H3 heeft H26 een vrij groot verwarmend oppervlak.

(35)

C[,<TER or ROTATIO" 100 95 ë 90 C> u ~

...

a. ~ 85 u c .~ ~ 80 w 75 CompressIon rotio o 8

§

:

· ~----

<

-

U

' ,

I

',

90

90 I

~

_ _ _

~-:4

LI

">--..

...

_z ₈₀

_~

~

. " -

=::---:--...

~

I

'

I I I

"~eo

' , , I ...

(."O

o

~~

,

" 11 I U

-~~;.~

I I I I • 10

~

•

..rc

~).

G'~

i I I I I a.. 10-_).~~~~.. ... ' I , ; • • <,0,./1 t.o'" . , I I

o

~ ~.~')~o~ 60 z / -/ " oQ I _ _ _ _ .." / - - . . :

.~

'

I I

I

~O

~

. / /

~v

i . I . I • I I ::;

~

o

/

!....

_

.

__

I L. __ .

_

~

: 0.0

§

~

,

_'.

,

:

'. .'

8

~. _... SPECIFIC SPEED

g

~

[ rprn \

~S

gal/:-:-,in

IJ

I f t"

~ 1~

J)'

Q_

'

~c:~:~':or:

!\=

\ It-" .) '-- '-- '-- '-- . '-- '-- '-- _ . "'ULO PROP(lLEJl _ CE"TR,' UGAl

tIr ,

'jTil';rllr," 1/';fll'IJ('f'ij;r .'/H·rd

J 'u r;1/ f jOll for rl/rI'"t. .' . ."_.' - , ' , o f . 'J 1 '" lil/'.' , 'tl 1\' ,/'"",1111/ ('III!JlJrl//'Ofl) (C ourl,., " ".1 I' 111

Fig.

2884 ~s

•

(36)

•

-29-koeler H28:

Om dezelfde reden als bij H26 stroomt ook bij deze koeler het koelwater door de pijpen. De ingangstemperatuur is 20oC; de uitgangstemperatuur is 25 °C. De uitgangstemperatuur is laag gekozen om te voorkomen dat de snelheid in de buizen te laag wordt (voorwaarde 5 vorige bladzijde).

5.4 Motivering pompen en compressoren

In het proces worden behalve de pompen bij de destillatiekolommen (niet getekend in het flowschema) twee pompen en èèn compressor gebruikt. De isentropische arbeid die door de een zuigercompressor verricht wordt is gelijk aan:

5.16

De verrichte technische arbeid oftewel het asvermogen van de • zuigercompressor is gelijk aan:

•

• • Wtlt2

=

Wi(is) / ntot 5.17

ntot wordt met behulp van figuur bepaald.

De temperatuursverhoging van het gas na compressie wordt berekend met de relatie:

5.18

\

De arbeid die verricht wordt door een centrifugaalpomp berekenen we met de formule: •

.

W t

=

V*óP / ntot

TL

"'-

-=

Zo

~

(37)

•

• .

'

•

-30-De pompen worden aangedreven door een elektromotor met een toerental van n

=

3000/min (50 Hz) Uit n

V.

_. en gH _man bepalen we de specifieke hoeksnelheid

Met behulp van figuur 5.3 bepalen we het waaiertype en ntot voor een

n .

q

bepaalde pomp met een bepaalde afmeting. Het ligt in de bedoeling om n zo

q

groot te laten worden, zodat de maximale ntot voor de pomp met die bepaalde afmeting bereikt wordt.

compressor e2

Omdat de zuigercompressor bij het gewenste debiet een goed rendement geeft (n_tot

=

0.87) is er gekozen voor dit type compressor. Het asvermogen bedraagt 561,1

gasstroom de

KW. Dit

maximale inlaattemperatuur zal bij precies 150 oe bedragen. vermogen is temperatuur maximaal, van 40 aangezien de toegevoerde oe heeft. Bij deze gewenste drukverhouding de uitlaattemperatuur

/

---...

De compressor beschikt ov r èèn zuiger~ ~

pompen PIl en Pl8

Bij beide pompen worden zwaartekrachteffecten en de frictiekrachten in buizen verwaarloosd t.o.v. de drukverhoging. De opvoerhoogte, H ,wordt

man dan:

5.21

Pomp Pl8 beschikt over 20 centrifugale waaiers. Met dit aantal waaiers heeft de verhouding volumedebiet/drukval die waarde, waarbij een bepaalde specifieke hoeksnelheid verkregen wordt, waarbij de maximale ntot van de pomp verkregen wordt (zie figuur 5.3) .